劉圣春，胡長征，董貝貝

(1.天津商業(yè)大學(xué) 天津市制冷技術(shù)重點實驗室，天津 300134；2.瑞典梅拉達倫大學(xué) 商業(yè)、社會和技術(shù)學(xué)院，瑞典 韋斯特羅斯 72123)

0 引 言

為將全球溫升控制在1.5 ℃以內(nèi)，作為CO2最大排放國，我國承諾力爭于2030年前達到碳達峰，于2060年前實現(xiàn)碳中和[1]。結(jié)合我國能源結(jié)構(gòu)和賦存特點，碳的負排放技術(shù)(NETs)對于實現(xiàn)碳中和目標至關(guān)重要[2]。在眾多NETs中，帶有碳捕集和封存的生物質(zhì)能利用(BECCS)由于能大規(guī)模從大氣中去除CO2，逐漸成為排放密集型行業(yè)和部門脫碳最佳解決方案[3]?！吨袊趸疾都门c封存(CCUS)年度報告(2021)》預(yù)測，我國在2060年實現(xiàn)碳中和目標需通過BECCS減排3億～6億t CO2[4]。

BECCS由生物質(zhì)能利用和CO2捕集等環(huán)節(jié)組成。在生物質(zhì)能利用過程中，生物質(zhì)熱電廠貢獻了全球70%以上的生物質(zhì)能發(fā)電量[5]。對于CO2捕集技術(shù)，化學(xué)吸收碳捕集技術(shù)因其適用于CO2中低濃度煙氣而廣泛應(yīng)用于燃燒后捕集[6-8]。其中，第1代單乙醇胺(MEA)碳捕集技術(shù)成熟度已達到7～8級，實現(xiàn)商業(yè)化[9]，并成功應(yīng)用于中試生物質(zhì)熱電廠[10]。目前，絕大部分BECCS研究將煙氣流量和組成作為定值考慮，模擬也以構(gòu)建穩(wěn)態(tài)模型為主[11-14]。然而，電廠實際運行過程是動態(tài)變化的，造成基于穩(wěn)態(tài)簡化的結(jié)果與實際運行相差較大。針對碳捕集系統(tǒng)動態(tài)性能研究主要集中在從化石燃料利用過程中捕集CO2。BUI等[15]回顧了基于化學(xué)吸收的燃燒后捕集(CA-PCC)動態(tài)研究發(fā)展，指出CA-PCC工藝的靈活操作是解決高能源需求與成本問題的有效手段。CA-PCC過程靈活操作的關(guān)鍵是深入了解其瞬態(tài)性能并為其設(shè)計適當?shù)目刂撇呗浴U等[16]對近年CA-PCC控制策略進行調(diào)研，指出目前對于控制策略的研究大多基于穩(wěn)態(tài)優(yōu)化，未考慮動態(tài)過程中CO2捕集水平的變動或上游電廠運行工況變化對系統(tǒng)性能的影響；強調(diào)了控制策略的設(shè)計要符合CA-PCC系統(tǒng)的運行要求，使CA-PCC能在干擾下保持給定捕集水平運行。

現(xiàn)今BECCS中基于MEA化學(xué)吸收的碳捕集系統(tǒng)(BE-MEA)普遍延用化石燃料利用過程中捕集CO2的傳統(tǒng)控制策略。然而，相較于成分較穩(wěn)定的煤，生物質(zhì)成分多變，導(dǎo)致進入BE-MEA的煙氣中CO2濃度變化更大。此外，生物質(zhì)常應(yīng)用于熱電廠，熱電廠頻繁變化的發(fā)電負荷導(dǎo)致煙氣流量存在較大波動[17]。同時，作為向BECCS過渡的重要手段，煤與生物質(zhì)混燒電廠的煙氣流量和煙氣中CO2濃度變化還受燃料配比顯著影響[18]，故要求BE-MEA控制策略具有良好的抗干擾性能。由于缺少對BE-MEA動態(tài)性能及控制策略的研究，傳統(tǒng)控制策略在面對生物質(zhì)熱電廠復(fù)雜的煙氣變化時，將BE-MEA保持給定捕集率運行的能力尚未確定。此外，目前多數(shù)控制策略研究基于吸收塔內(nèi)被吸收的CO2量(去除率)[8,16-20]，并未考慮從解吸塔中解吸出來的CO2量(捕集率)。由于CA-PCC的滯后性，捕集率對再沸器負荷的變化更敏感，能更全面反映系統(tǒng)運行狀態(tài)[21-22]。

綜上所述，筆者將構(gòu)建化學(xué)吸收碳捕集動態(tài)模型，根據(jù)實際生物質(zhì)熱電廠運行數(shù)據(jù)，從捕集率角度對傳統(tǒng)控制策略應(yīng)用于生物質(zhì)熱電廠碳捕集時的控制性能進行評估，并以恒定捕集率為目標對再沸器負荷控制策略進行改進。同時，通過對比多個性能參數(shù)，從控制性能、靈活操作性能和捕集系統(tǒng)性能3方面對控制策略進行評價，從多角度分析動態(tài)仿真和傳統(tǒng)穩(wěn)態(tài)模擬的區(qū)別，旨在研究生物質(zhì)煙氣變化對胺基化學(xué)吸收碳捕集系統(tǒng)的影響，尋求適用于BE-MEA的控制策略，提升BE-MEA的動態(tài)性能，為生物質(zhì)熱電廠和BE-MEA的集成優(yōu)化提供參考。

1 模型描述及驗證

1.1 模型及控制器描述

利用Aspen HYSYS建立的胺基化學(xué)吸收CO2捕集(MEA-CC)工藝流程如圖1所示。煙氣從吸收塔底部進入，CO2與塔頂流下的MEA貧液發(fā)生反應(yīng)。吸收了CO2的溶液(富液)在解吸塔再沸器內(nèi)被加熱，實現(xiàn)溶液再生和CO2解吸。再生后的溶液經(jīng)MEA和水補充后被送回吸收塔循環(huán)利用。為使BE-MEA能在外界干擾下實現(xiàn)設(shè)定的捕集目標，模型集成了經(jīng)典分布式比例積分微分(PID)控制器(圖1虛線)。為使被控變量——再沸器溫度保持在設(shè)定值，選用再沸器負荷為控制變量，通過溫度控制器TIC2調(diào)節(jié)。為保持去除率恒定，模型中加入了流量控制器FIC1以調(diào)節(jié)貧液流量。圖1各控制器的被控變量和控制變量見表1。

表1 各控制器的被控變量和控制變量Table 1 Controlled and manipulated variables of controllers

圖1 胺基化學(xué)吸收CO2捕集工藝流程Fig.1 Flow chart of MEA-based chemical absorption CO2 capture

采用HARUN等[23-24]開發(fā)的動態(tài)模型，基于雙膜理論，以速率模型描述吸收塔和解吸塔中的氣液傳質(zhì)過程。在高度方向?qū)λM行微分(Δz)，單位體積內(nèi)組分i的質(zhì)量平衡方程為

(1)

(2)

(3)

單位體積內(nèi)的能量平衡方程為

(4)

(5)

qg=hgl(Tl-Tg)，

(6)

ql=-qg+ΔH(CO2)+ΔH(H2O)。

(7)

其中，Tg、Tl分別為氣相和液相溫度，K；qg、ql分別為氣相和液相通過氣-液界面?zhèn)鬟f的熱量，J/(m3·s)；Cp,i為組分i的定壓比熱容，J/(mol·K)；hgl為氣-液界面換熱系數(shù)，W/(m2·K)；ΔH(CO2)、ΔH(H2O)分別為CO2的反應(yīng)熱和H2O的汽化熱，J/(m3·s)。動態(tài)模型各輸入?yún)?shù)見表2。

表2 動態(tài)模擬輸入值[22-23]Table 2 Input values of dynamic simulation[22-23]

1.2 化學(xué)吸收碳捕集動態(tài)模型驗證

為驗證上述模型的準確性，采用與HARUN等[23]相同的煙氣變化，基于煙氣流量擾動進行動態(tài)模擬。320 K、CO2體積分數(shù)17.5%時，煙氣變化如圖2所示，系統(tǒng)穩(wěn)定運行12 min后，煙氣流量在2.8 h內(nèi)線性減小5%，隨后保持不變直至結(jié)束。將模擬得到的去除率、再沸器溫度和再沸器負荷與HARUN等[23]研究結(jié)果對比。

圖2 煙氣流量變化Fig.2 Change of flowrate of flue gas

由于生物質(zhì)熱電廠煙氣進入捕集系統(tǒng)前已經(jīng)過凈化，假設(shè)凈化后煙氣中的氯化物、NOx和SOx等微量雜質(zhì)體積分數(shù)已降至10-6級別，對捕集系統(tǒng)影響較小，因此本文只考慮主要煙氣成分CO2、O2、H2O和N2。其中，O2會造成MEA氧化降解，但MEA氧化降解的損耗遠低于MEA隨吸收塔和解吸塔氣相產(chǎn)物流出造成的運行損耗，因此本模型只考慮系統(tǒng)運行中MEA和H2O的運行損耗，并通過流量控制器FIC2進行補充。

1.2.1 去除率驗證

CO2去除率對比結(jié)果如圖3所示，吸收塔及相關(guān)控制策略有效抑制了煙氣波動對吸收塔的影響，保持去除率恒定。本模型的去除率略低于HARUN等[23]研究結(jié)果，這是由于本模型再沸器壓力未規(guī)定具體數(shù)值，僅由塔頂冷凝器壓力與解吸塔水力學(xué)計算得出，因此再沸器壓力較低。當貧液流量及再沸器負荷與HARUN等[23]研究結(jié)果相同時，較低的再沸器壓力意味著較低的再沸器溫度和較高的貧液負載，導(dǎo)致去除率較低。本模型的去除率驗證誤差為1.59%～1.62%，因此本模型的吸收塔及相關(guān)控制策略可用來預(yù)測MEA溶液吸收CO2的動態(tài)過程。

圖3 CO2去除率驗證Fig.3 Validation about CO2 removal rate

1.2.2 再沸器負荷與再沸器溫度驗證

再沸器溫度與再沸器負荷對比如圖4、5所示。煙氣流量變化時，TIC2能調(diào)節(jié)再沸器負荷保持再沸器溫度恒定。由于本模型的再沸器壓力略低于HARUN等[23]再沸器壓力，使再沸器溫度較低，存在3.8～3.9 K的誤差。

圖4 再沸器溫度驗證Fig.4 Validation about reboiler temperature

圖5 再沸器負荷驗證Fig.5 Validation about reboiler duty

煙氣流量降低時，CO2再生所需熱量隨之下降，為保證再沸器溫度恒定，TIC2會相應(yīng)調(diào)節(jié)再沸器的熱量輸入，使再沸器負荷隨煙氣流量的變化而變化。與文獻[23]相比，由于本模型未考慮換熱器的儲液量，因此本模型的TIC2對煙氣流量變化的響應(yīng)時間更短，再沸器負荷會更早調(diào)節(jié)。煙氣變化前期，本模型更低的再沸器負荷使得貧液負載下降更少。去除率恢復(fù)到設(shè)定值時，本模型所需貧液流量更多，再沸器負荷更高，誤差增至2.6%。由于再沸器溫度和再沸器負荷的驗證誤差均在可接受范圍，因此本模型的解吸塔及相關(guān)控制邏輯可用來預(yù)測MEA富液再生和CO2解吸的動態(tài)過程。

2 再沸器負荷傳統(tǒng)控制策略

MEA-CC系統(tǒng)中，受再沸器負荷影響顯著的再沸器溫度決定了貧液負載，貧液負載代表了溶液對CO2的捕集能力[25]。因此，再沸器負荷能否對外界擾動做出及時、準確的響應(yīng)決定了捕集系統(tǒng)的動態(tài)運行性能。重點分析了圖1中再沸器負荷的傳統(tǒng)控制策略應(yīng)用于BE-MEA時的控制性能，并以調(diào)節(jié)時間和最大溫度偏差為指標，評估了經(jīng)典分布式控制策略對BE-MEA的性能影響。性能指標定義為：① 調(diào)節(jié)時間：捕集率達到并穩(wěn)定在穩(wěn)定值±2%內(nèi)所需時間；② 最大溫度偏差：再沸器溫度與其設(shè)定值間最大偏差。

再沸器負荷傳統(tǒng)控制策略(控制策略A)如圖6所示，再沸器負荷僅由再沸器溫度偏差控制。通過設(shè)定控制策略A的目標再沸器溫度，使PID控制器可根據(jù)外界擾動造成的再沸器溫度與其設(shè)定值間的偏差相應(yīng)地調(diào)節(jié)再沸器負荷，以達到所需貧液負載，從而獲得與恒定去除率相等的捕集率。

圖6 控制策略AFig.6 Control strategy A

使用驗證后的模型，以一家瑞典生物質(zhì)熱電廠煙氣作為輸入，對控制策略A的控制性能進行分析。該電廠循環(huán)流化床鍋爐以廢木材為燃料，處理廢木材0.48 Mt/a，產(chǎn)生50 MW電力和150 MW熱能。由于驗證模型的規(guī)模較小，采用與CHINEN等[21]相同措施，將生物質(zhì)熱電廠煙氣流量等比例縮放至模型適用范圍，煙氣組分保持不變，縮放后煙氣流量與組分如圖7所示。

圖7 煙氣流量階躍變化Fig.7 Step change of flue gas flow rate

捕集率和再沸器溫度變化如圖8所示，煙氣流量變化時，吸收塔通過調(diào)節(jié)貧液流量迅速響應(yīng)，保持去除率恒定的同時，造成溶液流量及溶液再生所需熱量波動。然而，受限于較大的儲液量，再沸器溫度對溶液流量的變化并不敏感[26]。導(dǎo)致控制策略A對煙氣變化的響應(yīng)時間較長、對再沸器負荷的調(diào)節(jié)速度較慢，使再沸器負荷與溶液再生所需熱量不能及時匹配，造成捕集率波動較大，調(diào)節(jié)時間較長。同時，由于再沸器熱慣性較大，響應(yīng)滯后的再沸器負荷需更長時間來修正再沸器溫度[26]，導(dǎo)致再沸器溫度偏差更大。此外，捕集率與恒定去除率間的偏差會造成循環(huán)溶液內(nèi)的CO2增加或減少，導(dǎo)致貧液負載不穩(wěn)定，不利于捕集系統(tǒng)高效運行。

圖8 捕集率與再沸器溫度變化Fig.8 Change of capture rate and reboiler temperature

3 再沸器負荷控制策略改進

為解決控制策略A對煙氣變化響應(yīng)時間長、再沸器負荷調(diào)節(jié)速度慢、再沸器溫度和捕集率波動過大等問題，對控制策略A進行改進，通過引入前饋補償來提升控制性能，以實現(xiàn)捕集率恒定控制。

3.1 前饋+反饋控制策略

WU等[16]基于CA-PCC控制領(lǐng)域的深入調(diào)研指出：將前饋補償與反饋控制結(jié)合是提高分布式控制策略控制性能的有效途徑。CHEN等[27]將煙氣流量作為前饋補償，可在再沸器溫度不變時，根據(jù)煙氣流量變化直接控制再沸器負荷，從而提高捕集系統(tǒng)抗干擾能力，但未考慮溶液流量變化的影響。綜合考慮煙氣和溶液流量變化，將同時反映二者變化的富液波動作為前饋信號的優(yōu)先選擇。作為解吸塔唯一物料輸入，富液決定了CO2再生所需熱量。因此，參考CHEN等[27]研究成果，以控制策略A為基礎(chǔ)，選取富液流量波動作為前饋信號。前饋補償可根據(jù)富液流量波動直接調(diào)節(jié)再沸器負荷，以縮短再沸器負荷調(diào)節(jié)的響應(yīng)時間；提高再沸器負荷的調(diào)節(jié)速度；提升再沸器負荷調(diào)節(jié)的準確性，實現(xiàn)捕集率恒定。前饋補償和控制策略A組成的前饋+反饋控制策略(控制策略B)如圖9所示。

圖9 控制策略BFig.9 Control strategy B

在Aspen HYSYS中，前饋補償傳遞函數(shù)[28-29]見式(8)、(9)。對解吸塔進行開環(huán)測試，分別測試了富液流量和再沸器負荷階躍變化對再沸器溫度的影響?；谝浑A純滯后模型對測試結(jié)果量化處理，得出本模型適用的前饋補償傳遞函數(shù)見式(10)。

(8)

(9)

(10)

其中，Off為前饋補償輸出值(閥門開度%)；t為時間，min；Kp為比例增益；τp1為超前時間，min；τp2為滯后時間，min；d為死區(qū)時間，min；Dv為富液流量，mol/s；Dv,max、Dv,min分別為富液流量的最大值和最小值，mol/s。2種控制策略的被控變量和控制變量見表3。

表3 2種控制策略的被控變量及控制變量Table 3 Controlled and manipulated variablesof two control strategies

3.2 控制性能分析對比

為對比分析2種控制策略對捕集系統(tǒng)的影響，使用驗證后模型，引入圖7煙氣變化，評估上述2種控制策略的控制性能。本文各PID控制器的整定均為手動調(diào)節(jié)：先逐漸增大比例作用，直至出現(xiàn)震蕩，隨后調(diào)節(jié)積分作用直至震蕩消除?？刂撇呗訠的整定是在控制策略A整定基礎(chǔ)上，加入式(10)中前饋補償傳遞函數(shù)的各參數(shù)。2種控制策略的捕集率和再沸器溫度設(shè)定值均為96%和385.83 K。

2種控制策略下再沸器溫度變化如圖10所示，由于存在時間延遲，控制策略A的再沸器溫度起初并未改變，隨后下降了0.47 K，并在穩(wěn)定前存在波動。時間延遲是由PID控制器基于誤差調(diào)節(jié)特性造成?？刂撇呗訠中，前饋補償會根據(jù)富液流量波動輸出額外信號，即刻增加再沸器負荷。因此，再沸器溫度升高了0.07 K。

圖10 2種控制策略下再沸器溫度變化Fig.10 Responses of reboiler temperature under the both control strategies

再沸器溫度最直觀反映了再沸器負荷與CO2解吸所需熱量的匹配情況，即使再沸器溫度波動很小，但仍能說明捕集率大幅變化，與文獻[30]結(jié)論相似。再沸器的溫度波動越大，捕集率降低越多，回升時間越晚，回升速度越慢。2種控制策略的捕集率變化如圖11和表4所示。煙氣流量增加時，延遲時間內(nèi)解吸出的CO2并未改變，2種控制策略的捕集率均下降，然而控制策略A的再沸器溫度偏差較大，導(dǎo)致其捕集率繼續(xù)下降，回升時間推遲，回升速度變慢?？刂撇呗訠的再沸器溫度偏差較小，捕集率下降后隨溫度升高立刻回升。

圖11 2種控制策略下捕集率變化Fig.11 Responses of capture rate under both control strategies

表4 2種控制策略下捕集率變化Table 4 Responses of capture rate with both control strategies

評估2種控制策略的控制性能，結(jié)果見表5?？刂撇呗訠的前饋補償有效提升控制性能，將調(diào)節(jié)時間縮短了54 min，抑制了再沸器溫度波動。

表5 2種控制策略下捕集率變化Table 5 Responses of capture rate with both control strategies

4 靈活操作性能分析對比

由于熱電廠售電價格和用電需求的實時變化，熱電廠能供給再沸器的熱量頻繁改變。這種變化要求捕集系統(tǒng)能快速、平穩(wěn)改變CO2捕集水平，及時適應(yīng)上游電廠擾動[16-17]。以捕集率恢復(fù)穩(wěn)定所需時間為指標，對2種控制策略的靈活操作性能進行對比。為減小其他因素的影響，假設(shè)：① 模擬過程中煙氣流量和CO2濃度恒定；② BE-MEA穩(wěn)定運行10 min后，將捕集率設(shè)定值在2 h內(nèi)從96%線性減小至90%；③ 通過改變?nèi)コ试O(shè)定值實現(xiàn)捕集率靈活操作。

2種控制策略對捕集率設(shè)定值的跟隨結(jié)果如圖12所示。去除率設(shè)定值降低時，F(xiàn)IC1會減少溶液流量，以獲得與設(shè)定值相等的去除率。隨溶液流量降低，溶液再生所需熱量減少。控制策略A由于調(diào)節(jié)時間過長，無法及時減小再沸器負荷，導(dǎo)致捕集率升至99%后才開始下降；受BE-MEA非線性影響，固定的前饋補償傳遞函數(shù)導(dǎo)致控制策略B對再沸器負荷的過量調(diào)節(jié)，使捕集率低于設(shè)定值；但控制策略B對捕集率設(shè)定值的跟隨效果仍優(yōu)于控制策略A。去除率設(shè)定值降至90%后，控制策略A經(jīng)188.75 min達到穩(wěn)定，控制策略B將這一過程縮短為79.5 min。

圖12 2種控制策略的捕集率設(shè)定值跟隨Fig.12 Responses of set value of capture rate with both control strategies

5 捕集系統(tǒng)性能分析對比

為評估外界持續(xù)擾動對2種控制策略下捕集系統(tǒng)性能的影響，對比傳統(tǒng)穩(wěn)態(tài)模擬與動態(tài)仿真的區(qū)別。從實際生物質(zhì)熱電廠煙氣數(shù)據(jù)中隨機選擇連續(xù)12 h煙氣變化為輸入，分別進行穩(wěn)態(tài)模擬和動態(tài)仿真。實際生物質(zhì)熱電廠煙氣變化如圖13所示。由于12 h內(nèi)CO2濃度基本不變，因此假設(shè)CO2體積分數(shù)恒定(14.9%)，同時將煙氣流量等比例縮放至模型適用范圍。以12 h內(nèi)捕集率波動、CO2捕集總量(kg)和平均單位能耗(kJ/kg，以CO2計)為性能參數(shù)，將穩(wěn)態(tài)模擬與動態(tài)仿真結(jié)果進行對比，并對2種控制策略的捕集系統(tǒng)性能進行評估。穩(wěn)態(tài)模擬不考慮煙氣變化擾動，以12 h內(nèi)煙氣流量平均值為恒定輸入。各性能參數(shù)定義見式(11)、(12)：

圖13 實際生物質(zhì)熱電廠12 h內(nèi)煙氣變化Fig.13 Changes of flue gas from actual biomass thermal power plant within 12 hours

(11)

(12)

式中，mTC(CO2)為CO2捕集總量，kg；CC(t)為t時刻的CO2捕集率，%；mfg(t,CO2)為t時刻煙氣中CO2流量，kg/s；τ為采樣間隔,s；Ep為平均單位能耗,kJ/kg；Qreb(t)為t時刻再沸器負荷,kW。

由于穩(wěn)態(tài)模擬不考慮煙氣波動，穩(wěn)態(tài)模擬的各項結(jié)果均為常量。對于動態(tài)仿真，煙氣流量變化時，溶液在吸收塔內(nèi)吸收的CO2隨之變化，溶液再生所需能耗改變。12 h內(nèi)再沸器負荷的變化如圖14所示，可知2種策略的再沸器負荷與煙氣流量變化趨勢相同，在穩(wěn)態(tài)模擬結(jié)果的79.8%～130.3%變化。說明穩(wěn)態(tài)模擬與動態(tài)仿真具有差異性，動態(tài)仿真能更準確反映外界擾動對BE-MEA的影響，對有關(guān)流程的集成具有參考意義。此外，控制策略A調(diào)節(jié)時間過長導(dǎo)致其對再沸器負荷的調(diào)節(jié)存在明顯滯后?？刂撇呗訠通過前饋補償有效改善了滯后現(xiàn)象。

圖14 12 h內(nèi)再沸器負荷的變化Fig.14 Responses of reboiler duty within 12 hours

由于溶液再生所需熱量隨煙氣流量的變化而改變，因此及時、準確調(diào)節(jié)再沸器負荷能減少再沸器溫度波動(圖15(a))。控制策略A的再沸器溫度在385.3～386.5 K，與煙氣流量變化趨勢相反且波動劇烈?？刂撇呗訠將再沸器溫度波動控制在385.8～386.0 K。穩(wěn)態(tài)模擬的再沸器溫度恒定在385.9 K。再沸器溫度變化說明捕集率發(fā)生變化，控制策略A的再沸器溫度波動導(dǎo)致捕集率在77%～120%以相同趨勢劇烈變化(圖15(b))。再沸器溫度波動僅為0.2 K的控制策略B將捕集率穩(wěn)定在93%～99%。不同于捕集率持續(xù)波動且偏離設(shè)定值的動態(tài)仿真，穩(wěn)態(tài)模擬的捕集率恒定在96%，進一步說明考慮外界擾動的必要性。

捕集單位質(zhì)量CO2所需能耗(單位能耗)由3部分組成：用于CO2解吸的反應(yīng)熱、水的汽化熱及用于富液升溫的顯熱，三者分別與富液負載、解吸塔冷凝器溫度和富液流量有關(guān)[31]。本文所用模型的冷凝器溫度恒定，且模擬過程中富液負載變化很小，因此單位能耗由富液流量主導(dǎo)。富液流量與煙氣狀態(tài)、貧液負載有關(guān)，貧液負載由再沸器溫度決定。因此2種控制策略的單位能耗(以CO2計算)變化受煙氣流量和再沸器溫度共同影響，結(jié)果如圖16所示。雖然控制策略A的單位能耗變化整體趨勢與煙氣流量大體一致，但其再沸器溫度波動過于劇烈，導(dǎo)致局部范圍內(nèi)的單位能耗呈現(xiàn)與再沸器溫度變化趨勢相反的大幅震蕩。對于控制策略B，再沸器溫度波動并不明顯，單位能耗與煙氣流量變化趨勢相同。而穩(wěn)態(tài)模擬由于煙氣流量恒定，單位能耗并未變化。

圖16 12 h內(nèi)單位能耗變化Fig.16 Responses of energy penalty within 12 hours

穩(wěn)態(tài)模擬和動態(tài)仿真的區(qū)別及2種控制策略的系統(tǒng)性能見表6。由于MEA-CC系統(tǒng)的非線性，在12 h捕集過程中，動態(tài)仿真捕集率變化比穩(wěn)態(tài)模擬更復(fù)雜，且CO2捕集總量更多以及平均單位能耗更高。相較于控制策略A，控制策略B抑制了捕集率波動，在控制策略A的基礎(chǔ)上將CO2捕集總量提高0.35%，平均單位能耗降低了0.14%。

表6 12 h內(nèi)系統(tǒng)性能參數(shù)Table 6 System performances within 12 hours

在生物質(zhì)熱電廠和BE-MEA實際集成中，為應(yīng)對上游電廠運行工況變化對捕集系統(tǒng)的擾動，實現(xiàn)捕集系統(tǒng)的靈活操作，需根據(jù)系統(tǒng)動態(tài)運行特性，結(jié)合控制目標為捕集系統(tǒng)設(shè)計合適的控制策略。本文基于傳統(tǒng)再沸器負荷調(diào)節(jié)的反饋控制(控制策略A)，提出了改進控制策略(控制策略B)。通過實時監(jiān)測富液流量，將前饋補償與反饋控制相結(jié)合，有效縮短了再沸器負荷調(diào)節(jié)的響應(yīng)時間；提升了控制性能、靈活操作性能和系統(tǒng)性能。

控制策略是否適用取決于電廠煙氣(流量和成分)波動及捕集技術(shù)。作為生物質(zhì)利用重要手段，燃煤摻燒生物質(zhì)電廠與碳捕集系統(tǒng)的集成備受關(guān)注。為避免鍋爐中形成灰燼團塊，不改造鍋爐的情況下，現(xiàn)代燃煤電廠中生物質(zhì)質(zhì)量比建議在10%～20%[18,31]，使燃煤摻燒生物質(zhì)電廠的煙氣流量和煙氣中CO2濃度介于燃煤電廠和生物質(zhì)電廠之間[18,32]。鑒于此，雖然本文針對生物質(zhì)熱電廠碳捕集進行了控制策略評估和改進，但同樣可對燃煤摻燒生物質(zhì)電廠基于MEA的化學(xué)吸收碳捕集提供參考。

6 結(jié) 論

1)面對生物質(zhì)熱電廠煙氣流量階躍變化時，控制策略A的調(diào)節(jié)時間長達71 min，再沸器溫度偏差較大；控制策略B將調(diào)節(jié)時間縮短至17 min，縮短了76%，基本實現(xiàn)再沸器溫度恒定，控制性能更優(yōu)。

2)捕集率設(shè)定值變化時，控制策略A對捕集率設(shè)定值的跟隨能力較差，188.75 min重新達到穩(wěn)定；控制策略B在79.5 min內(nèi)到達穩(wěn)定，靈活操作性能更佳。

3)面對外界持續(xù)擾動時，相較于傳統(tǒng)穩(wěn)態(tài)模擬，動態(tài)仿真能更真實反映煙氣變化對BE-MEA的影響。同時，控制策略A無法將捕集率維持在目標水平上，捕集率在77%～121%劇烈波動；控制策略B將捕集率波動抑制在93%～96%，以更低的單位能耗捕集更多的CO2。

4)雖然控制策略B的前饋補償能有效提升捕集系統(tǒng)的抗干擾能力，但由于胺基捕集系統(tǒng)的非線性和強耦合性，控制策略B對CO2捕集量和能耗提升并不顯著。因此，建議控制策略研究應(yīng)更全面考慮系統(tǒng)的非線性，合理解耦系統(tǒng)參數(shù)，提升捕集系統(tǒng)抗干擾性的同時，關(guān)注CO2捕集量和能耗。